化工原理課程設計換熱器設計

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1、 化 工 原 理 課 程 設 計 設計任務：換熱器 班級：13級化學工程與工藝（3）班 姓名：魏苗苗 學號：1320103090 目 錄 化工原理課程設計任務書2 設計概述3 試算并初選換熱器規(guī)格6 1. 流體流動途徑的確定6 2. 物性參數及其選型6 3. 計算熱負荷及冷卻水流量7 4. 計算兩流體的平均溫度差7 5. 初選換熱器的規(guī)格7 工藝計算10 1. 核算總傳熱系數10 2. 核算壓強降13 設計結果一覽表16 經驗公式16 設備及工藝流程圖17 設計評述1

2、7 參考文獻18 化工原理課程設計任務書 一、設計題目： 設計一臺換熱器 二、操作條件： 1、苯：入口溫度80℃，出口溫度40℃。 2、冷卻介質：循環(huán)水，入口溫度32.5℃。 3、允許壓強降：不大于50kPa。 4、每年按300天計，每天24小時連續(xù)運行。 三、設備型式： 管殼式換熱器 四、處理能力： 109000噸/年苯 五、設計要求： 1、選定管殼式換熱器的種類和工藝流程。 2、管殼式換熱器的工藝計算和主要的工藝尺寸的設計。 3、設計結果概要或設計結果一覽表。 出口溫度 40.5℃ 殼體內部空間利用率 70%

3、選定管程流速u（m/s） 1 殼程流體進出口接管流體流速u1（m/s） 1 管程流體進出口接管流體流速u2（m/s） 1.5 4、設備簡圖。（要求按比例畫出主要結構及尺寸） 5、對本設計的評述及有關問題的討論。 六、附表： 1.設計概述 1.1熱量傳遞的概念與意義 1.1.1熱量傳遞的概念 熱量傳遞是指由于溫度差引起的能量轉移，簡稱傳熱。由熱力學第二定律可知，在自然界中凡是有溫差存在時，熱就必然從高溫處傳遞到低溫處，因此傳熱是自然界和工程技術領域中極普遍的一種傳遞現象。 1.1.2化學工業(yè)與熱傳遞的關系 化學工業(yè)與傳熱

4、的關系密切。這是因為化工生產中的很多過程和單元操作，多需要進行加熱和冷卻，例如：化學反應通常要在一定的溫度進行，為了達到并保持一定溫度，就需要向反應器輸入或輸出熱量；又如在蒸發(fā)、蒸餾、干燥等單元操作中，都要向這些設備輸入或輸出熱量。此外，化工設備的保溫，生產過程中熱能的合理利用以及廢熱的回收利用等都涉及到傳熱的問題，由此可見；傳熱過程普遍的存在于化工生產中，且具有極其重要的作用。總之，無論是在能源，宇航，化工，動力，冶金，機械，建筑等工業(yè)部門，還是在農業(yè)，環(huán)境等部門中都涉及到許多有關傳熱的問題。 應予指出，熱力學和傳熱學既有區(qū)別又有聯系。熱力學不研究引起傳熱的機理和傳熱的快慢，它僅研究物質的

5、平衡狀態(tài)，確定系統由一個平衡狀態(tài)變成另一個平衡狀態(tài)所需的總能量；而傳熱學研究能量的傳遞速率，因此可以認為傳熱學是熱力學的擴展。 1.1.3傳熱的基本方式 根據載熱介質的不同，熱傳遞有三種基本方式： 1.1.3.1熱傳導（又稱導熱） 物體各部分之間不發(fā)生相對位移，僅借分子、原子和自由電子等微觀粒子的熱運動而引起的熱量傳遞稱為熱傳導。熱傳導的條件是系統兩部分之間存在溫度差。 1.1.3.2熱對流（簡稱對流） 流體各部分之間發(fā)生相對位移所引起的熱傳遞過程稱為熱對流。熱對流僅發(fā)生在流體中，產生原因有二：一是因流體中各處溫度不同而引起密度的差別，使流體質點產生相對位移的自然對流；二是因泵或攪

6、拌等外力所致的質點強制運動的強制對流。 此外，流體流過固體表面時發(fā)生的對流和熱傳導聯合作用的傳熱過程，即是熱由流體傳到固體表面（或反之）的過程，通常稱為對流傳熱。 1.1.3.3熱輻射 因熱的原因而產生的電磁波在空間的傳遞稱為熱輻射。熱輻射的特點是：不僅有能量的傳遞，而且還有能量的轉移。 1.2換熱器的概念、意義及基本設計要求 1.2.1換熱器的概念及意義： 在化工生產中為了實現物料之間能量傳遞過程需要一種傳熱設備。這種設備統稱為換熱器。在化工生產中，為了工藝流程的需要，往往進行著各種不同的換熱過程：如加熱、冷卻、蒸發(fā)和冷凝。換熱器就是用來進行這些熱傳遞過程的設

7、備，通過這種設備，以便使熱量從溫度較高的流體傳遞到溫度較低的流體，以滿足工藝上的需要。它是化工煉油，動力，原子能和其他許多工業(yè)部門廣泛應用的一種通用工藝設備，對于迅速發(fā)展的化工煉油等工業(yè)生產來說，換熱器尤為重要。換熱器在化工生產中，有時作為一個單獨的化工設備，有時作為某一工藝設備的組成部分，因此換熱器在化工生產中應用是十分廣泛的。任何化工生產中，無論是國內還是國外，它在生產中都占有主導地位。 1.2.2換熱器設計要求： 序號 特別要求 1 對事故工況的校核 2 對管箱隔板強度的校核 3 各部件吊耳安裝位置的校核 4 浮頭式和U形管束固定管板外徑延伸，使管板兼作

8、試壓法蘭時的強度校核 5 管板的剛度校核 6 風載荷和地震載荷的校核 7 進出口接管承受管線載荷的校核 8 疊裝換熱器中，底下那臺換熱器的校核 9 鞍式支座的校核 10 外表油漆干膜厚度的檢測 11 封頭熱壓成形時，終壓溫度的檢測 12 殼體直線度的檢測 13 氫工況的判別及材料要求 1. 3管殼式換熱器的簡介 1.3.1概述：管殼式換熱器是目前應用最為廣泛的一種換熱器。它包括:固定管板式換熱器、U型管殼式換熱器、帶膨脹節(jié)式換熱器、浮頭式換熱器、分段式換熱器、套管式換熱器等。管殼式換熱器由管箱、殼體、管束等主要元件構成。管束是管殼式換熱器的核心，

9、其中換熱管作為導熱元件，決定換熱器的熱力性能。另一個對換熱器熱力性能有較大影響的基本元件是折流板（或折流桿）。管箱和殼體主要決定管殼式換熱器的承壓能力及操作運行的安全可靠性。 1.3.2工作原理：管殼式換熱器和螺旋板式換熱器、板式換熱器一樣屬于間壁式換熱器，其換熱管內構成的流體通道稱為管程，換熱管外構成的流體通道稱為殼程。管程和殼程分別通過兩不同溫度的流體時，溫度較高的流體通過換熱管壁將熱量傳遞給溫度較低的流體，溫度較高的流體被冷卻，溫度較低的流體被加熱，進而實現兩流體換熱工藝目的。 1.3.3主要技術特性：1、耐高溫高壓，堅固可靠耐用；2、制造應用歷史悠久，制造工藝及操作維檢技術成熟

10、；3、選材廣泛，適用范圍大。 2.試算并初選換熱器規(guī)格 2.1流體流動途徑的確定 本換熱器處理的是兩流體均不發(fā)生相變的傳熱過程，且水易結垢，根據兩流體的情況，故選擇循環(huán)水走換熱器的管程，苯走殼程。 2.2確定流體的定性溫度、物性數據，并選擇列管換熱器的型式 2.2.1定性溫度 冷卻介質為循環(huán)水，入口溫度為：25 ℃，出口溫度為：33 ℃； 苯的定性溫度： ℃； 水的定性溫度：tm=（25+33）/2=29℃； 兩流體的溫差： ℃——兩流體溫差不大于50℃，不考慮熱補償；故選用固定管板式列管換熱器。 2.2.2物性數據

11、0.381=0.381mPas 0.807=0.807mPas 0=1.828KJ/(㎏oC) 4.176KJ/(㎏oC) 0.151W/(moC) =0.613W/(moC) 兩流體在定性溫度下的物性數據如下: 物性 流體 密度 ㎏/m3 比熱KJ/(㎏oC) 粘度 mPas 導熱系W/(moC) 苯 836.6 1.828 0.381 0.151 水 995.7 4.176 0.807 0.

12、613 2.3計算熱負荷和冷卻水流量 2.3.1熱流體流量：Wh=134000000/(300*24)= 18611.11111kg/h 2.3.2熱負荷：Q= Wh *C苯*1000*（80-40）/3600= 378012.3457W 2.3.3冷流體的質量流量:Wc=Q*3600/1000/C水/(32-25)= 40753.60699 kg/h 2.4計算兩流體的平均溫度差 按單殼程、多管程進行計算，逆流時平均溫度差為： 2.4.1平均溫度差 △t′m=（△t2—△t1）/ln(△t2/△t1) =[(80-33)-(40-25)]/ln[(80-33)/(40-

13、25)]= 28.02℃ 2.4.2溫度矯正系數 P=(t2-t1)/(T2-T1)=(33-25)/(80-40)=0.145 R=(T1-T2)/(t2-t1)=(80-40)/(33-25)=5 由《化工原理》上冊P238頁查圖4－19可得: φ△t=0.92 所以△tm=φ△t *△t′m=0.92*28.02= 25.77713598℃ 不需要熱補償 又因為0.92>0.8，故可選用單殼程的列管換熱器。 2.5試算和初選換熱器的規(guī)格 2.5.1初定K值： 根據低溫流體為水，高溫流體為有機物（參見《化工原理

14、》P355）有K值的范圍：430～850W/(oC）, 假設K0=300W/(m2℃) 2.5.2單管程的管子根數： 因為水走管程且初選φ25*2.5，L= 6m的列管，所以設ui=1m/s 由 可求得： V=40753.60699 kg/h /(995.7*3600)=0.01137m^3 ni=4V/(3.14*0.02*0.02)=36.2 取37根 2.5.3傳熱面積： S0=Q/(△tm*K0)=48.88m^2 2.5.4單管程管長：

15、 Li=S0/(3.14*do*ni)=16.83m 2.5.5管程數： Np=Li/L=16.83/6=2.84 初選管程為Np=3 2.5.6總管數： n=Np*ni=3*37=111根 2.5.7管心距： t=1.25*d0=1.25*25=32mm 2.5.8橫過管束中心線的管數： nc=1.19*n^1/2=13根 2.5.9計算殼徑： D=1.05*t*（111/0.7）^1/2=423mm 取整：450mm

16、2.5.10折流板： 采用弓形折流板圓缺高度為殼體內徑的25%，則切去的圓缺高度為h=0.25*450=112.5mm，取h=110mm； 折流板間距取B=150mm 折流板數：NB=傳熱管長/折流板間距-1=6000/150-1=39塊 折流板圓缺面水平裝配 2.5.11接管： 殼程流體進出口接管：取接管內油品流速為u1=1m/s，則接管內徑為d1=[4V/(3.14*u)]^1/2=[4*134000000/300/24/3600/836.6/3.14]^1/2=0.0887m

17、 取整d1=90mm 管程流體進出口接管：取接管內循環(huán)水流速u2=1.5m/s,則接管內徑為d2=[4V/(3.14*u)]^1/2=[4*0.01137/3.14/1.5]^1/2=0.098m 取整d2=100mm 2.5.12將這些管子進行排列有圖如下： 2.5.13初選固定管板式換熱器規(guī)格尺寸為： 殼 徑 D 450㎜ 管 子 尺 寸 Φ252.5mm 管 程 數Np 3 管 長L 6.0 m 管子總數 n 111 管子排列方法 正三角形 2.5.14實際傳熱面積及總傳熱系數： S1=3.14n

18、dL=3.14*111*0.025*（6.0-0.1）=51.40965m^2 若采用此傳熱面積的換熱器，則要求過程的總傳熱系數為： K1=Q/(S1*△tm)= 285.2506706 W/(m2℃) 3 工藝核算 3.1 核算總傳熱系數 3.1.1計算管程對流傳熱系數 Ui=Vi/Ai=4*0.01137/(ni*3.14*di^2) =4*0.01137/(37*3.14/4*0.02^2)=0.979m/s 與假設相一致 合適 Rei=di*ui*995.7/(

19、0.807*10^-3)= 24359.7142 湍流 Pri=C水*(0.852*10^-3)/0.613=5.406735751 圖 殼程摩擦系數f與Re的關系 所以 αi =0.023*(/di)*（Re）0.8*Pri0.3 =0.023*0.613/0.02*(24359.7142)^0.8*(5.8)^0.4 =4507.304891(W/(㎡℃) 3.1.2計算殼程對流傳熱系數 換熱器中心附近管排中流體流通截面積為：

20、 Ao=hD(1-d0/t)=0.15*0.45*(1-0.025/0.032)= 0.014765625m2 式中 折流擋板間距，取150mm； 管中心距，對，。 因為 Wh= 18611.11111(kg/h) =18611.11111/(3600*836.6)= 所以 u0=Vs/A0=18611.11111/(3600*836.6)/0.014765625 =0.418504475 m/s 由正三角形排列得： de=4(/2 *t2—3.14/4 *d02)/(

21、3.14 d0) =4*(/2 *0.0322—3.14/4 *0.0252)/(3.14*0.025)= 0.027151936m =0.027151936*0.418504475*836.6/(0.381*0.001)= 25016.99652 因為 Re0在～范圍內且殼程中苯被冷卻，取 (μ/μw)= 0.915； 所以 α。= 799.570385 W/(㎡℃) 3.1.3確定污垢熱

22、阻 管內、外側污垢熱阻分別取為： Rsi= 0.0002 W/(㎡℃) Rso= 0.00017 W/(㎡℃) 3.1.4總傳熱系數K2 忽略管壁熱阻、總傳熱系數K2為： K2 = 513.3472272W/(㎡℃) 由前面計算可知，選用該型號換熱器時，要求過程的總傳熱系數為285.2506706 W/(㎡℃)，在傳熱任務所規(guī)定的流動條件下，計算出的為513.3472272W/(㎡℃)，其安全系數為： η=（513.3472272

23、—285.2506706）/285.2506706*100%=79.96354787% 故所選擇的換熱器是合適的。 3.1.5回溯試算： 安全系數過高，說明設計過程中材料浪費，管數是主要影響因素之一，可控制其它條件不變，適當降低管程數，減少總管數。 3.1.5.1回溯管程計算： Np=2： K1=427.876006 (W/(㎡℃) K2=513.3472272 (W/(㎡℃) η’=(513.3472272-427.876006)/ 427.876006*100% =19.97569858% 符合條件 Np=1： K1=855.7520119(W/(㎡℃) K

24、2=513.3472272(W/(㎡℃) η”=(513.3472272-855.7520119)/ 855.7520119*100% =-40.01215071% 不符合條件 3.1.5.1總管數： n=Np*ni=2*37=74根 3.1.5.2管心距： t=1.25*d0=1.25*25=32mm 3.1.5.3橫過管束中心線的管數： nc=1.19*n^1/2=11根 3.1.5.4計算殼徑： D=1.05*t*（74/0.7）^1/2=345mm 取整：4

25、50mm 3.1.5.5折流板： 采用弓形折流板圓缺高度為殼體內徑的25%，則切去的圓缺高度為h=0.25*450=112.5mm，取h=110mm； 折流板間距取B=150mm 折流板數：NB=傳熱管長/折流板間距-1=6000/150-1=39塊 折流板圓缺面水平裝配 3.1.5.6接管： 殼程流體進出口接管：取接管內油品流速為u1=1m/s，則接管內徑為d1=[4V/(3.14*u)]^1/2 =[4*134000000/300/24/3600/836.6/3.14]^1/2=0.0887m 取整d1=90mm 管程

26、流體進出口接管：取接管內循環(huán)水流速u2=1.5m/s,則接管內徑為d2=[4V/(3.14*u)]^1/2=[4*0.01137/3.14/1.5]^1/2=0.098m 取整d2=100mm 3.1.5.7將這些管子進行排列有圖如2.5.12 3.1.5.8初選固定管板式換熱器規(guī)格尺寸為： 殼 徑 D 450㎜ 管 子 尺 寸 Φ252.5mm 管 程 數Np 2 管 長L 6.0 m 管子總數 n 74 管子排列方法 正三角形 3.1.5.9實際傳熱面積及總傳熱系數 S1=3.14ndL=3.14*74*0.025*（6.0-0.

27、1）=34.2731m^2 若采用此傳熱面積的換熱器，則要求過程的總傳熱系數為： K1=Q/(S1*△tm)= 427.876006 (W/(㎡℃) 3.2計算管程壓強降 前面已算出： ui= 0.978596533 Rei=24359.7142 （湍流） 取不銹鋼管壁粗糙度 則相對粗糙度 ε／di= 0.005 摩擦系數 λ=0.034 所以： 計算得： △P1=48

28、63.019702 Pa △P2=1430.299912 Pa 對于Φ252.5mm的管子 Ft= 1.4，Ns=1，Np=2 ∑△Ｐi= 17621.29492 Pa<50000Pa 滿足要求 3.3計算殼程壓強降 管數由111根變?yōu)?4根，所以： 流通面積：Ａ。＝0.029112123m^2 殼體流體流速：u。=0.212264837m/s 雷諾準數：Re。=11682.9449>500 ∑△Ｐ。=(△P1′＋△P2′)*Fs*Ns 取Fs= 1.15 Ns= 1

29、 其中： 管子為正三角形排列， 取： F=0.5 Nc=10.23676707根 取11根 NB=39 =0.59097359 所以 △P1′= 2280.367627 △P2′= 2082.601873 ∑△P。= 5017.414926 Pa<50000Pa 由上面計算可知，該換熱器管程與殼程的壓強均滿足題目要求，故所選 換熱器合適。

30、 4設計結果一覽表 項 目 管程（循環(huán)水） 殼程（苯） 流量，㎏/s 9.21 4.21 溫度，℃（進/出） 32.5/40.5 80/40 物 性 定性溫度，℃ 36.5 60 密度，㎏/m3 994.0 836.6 比熱，kJ/㎏℃ 4.174 1.828 粘度，Pas 0.72010-3 0.31810-3 導熱系數，kJ/m℃ 0.628 0.151 普蘭特數 5.29 5.27 結 構 參 數 殼體外徑， 500 臺數 1 管徑， Ф25*2.5 殼程數 1 管長，m 6

31、 管心距，㎜ 32 管數 150 管子排列 正方形斜轉45 傳熱面積，㎡ 69.47 折流板數 39 管程數 5 折流板距，m 0.15 材質 不銹鋼 主要計算結果 殼程 管程 流速，m/s 0.3064 0.983 污垢熱阻,(㎡℃)/W 1.7*10^-4 2.010^-4 傳熱系數，W/（㎡℃） 799.570385 4507.304891 5經驗公式 5.1管程對流傳熱系數——迪特斯和貝爾特關聯式： 5.2殼程對流傳熱系數，可用關聯式計算： 5.3管

32、程壓強降、： 5.4殼程壓強降——埃索法： 6設備及工藝流程圖 7設計評述 通過本次課程設計，我對換熱器的結構、性能都有了一定的了解，同時，在設計過程中，我也掌握了一定的工藝計算方法。 換熱器是化工廠中重要的化工設備之一，而且種類繁多，特點不一，因此，選擇合適的換熱器是相當重要的。在本次設計中，我發(fā)現進行換熱器的選擇和設計是要通過反復計算，對各項結果進行比較后，從中確定出比較合適的或最優(yōu)的設計，為此，設計時應考慮很多方面的因素。首先要滿足傳熱的要求，本次設計時，由于初選總傳熱系數不合適，使規(guī)定條件下的計算結果與初

33、設值的比值不在要求范圍內，因此，經過多次計算，才選擇到合適的K值為，計算結果為，安全系數為，滿足要求。 其次，在滿足工藝條件的前提下選擇合適的換熱器類型，通過分析操作要求及計算，本次設計選用換熱器為上述計算結果。 再次，從壓強降來看，管程約為17621.29492 Pa，殼程約為5017.414926Pa，都遠低于要求值（100kPa），因此，可適當加大流速，從而加大對流傳熱系數，減少污垢在管子表面上沉積的可能性，即降低污垢熱阻，然而，流速增加，流動阻力也會隨之增大，動力消耗就增多，因此，作出經濟衡算在確定流速時是相當重要的。 此外，其他因素（如加熱和冷卻介質用量，換熱器的檢修和操作等），在設計時也是不可忽略的。根據操作要求。然而在本次設計中由于經驗不足，知識有限，還是存在著很多問題。比如在設計中未考慮對成本進行核算，僅在滿足操作要求下進行設計，在經濟上是否合理還有待分析。在設計的過程中我發(fā)現板式換熱器采用同一板片組成不同幾何尺寸和形狀的流道（非對稱流道）解決了兩側水流量不等的問題，同時與對稱結構相比具有相同的耐壓性和使用壽命?？傊ㄟ^本次設計，我發(fā)現自己需要繼學習的知識還很多，我將會認真請教老師，不斷提高自己的知識水平，擴展自己的知識面。